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芳构化装置催化剂再生系统工艺改造

文档作者：李义一国庆文档来源：中海油石化工程有限公司		更新日期： 2026年05月09日	点击数：
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第36卷第2期
2018年3月
石 化 技 术 与 应 用
Petrochemical Technology &amp;amp; Application
Vo1．36 NO．2
Mat．2018
工业技术(124—127)
芳构化装置催化剂再生系统工艺改造
李义一，国庆
(中海油石化工程有限公司，山东青岛266061)
摘要：某炼厂20万t／a芳构化装置采用氮气一空气法对原有的水蒸气一空气法催化剂再生工艺进
行了改造，对比分析了改造前后的工艺流程、主要操作条件及运行情况。结果表明：氮气一空气法再生
温度最高为480℃ ，再生压力为1．52 MPa，循环气流量为9 000 m ／h；改造后，再生时间由190 h缩短至
85 h，含油污水排放量、蒸汽消耗量分别减少11．40，3．42 kt／a。
关键词：芳构化；芳烃；催化剂再生；水蒸气一空气法；氮气一空气法；烧焦过程
中图分类号：TE 624．4 8 文献标志码：B 文章编号：1009—0045(2018)O2一O124一O4
轻烃芳构化是一种生产芳烃的重要工艺，该
工艺具有以下特点：原料适用范围广，芳烃产率
不受原料芳烃潜含量的限制；通过改变催化剂组
成及其制备工艺和芳构化反应工艺条件等，可在
一定程度上调整产品分布，以适应市场变化；装
置建设投资省、操作费用低 。
某炼厂2O万t／a芳构化装置(以下简称芳
构化装置)以石脑油和催化裂化(FCC)醚后液化
石油气为原料，选用CoO—MoO ／A1 0，催化剂，
经过C 烯烃叠合和脱氢环化、石脑油选择性裂
解、异构、齐聚、环化脱氢等一系列复杂反应，转
化为烯烃含量低的高辛烷值汽油调和组分。
由于芳构化反应的特点，催化剂上积炭很
快，随着反应时间的延长，催化剂表面结焦量不
断增加，表面活性降低，当产品质量不能满足要
求时，需将反应器切换出反应系统进行催化剂烧
焦再生处理。芳构化装置原有催化剂再生系统
采用水蒸气一空气法。生产实践表明，该法存在
催化剂再生时间长，蒸汽及工业风浪费严重的问
题。为合理高效利用厂内蒸汽及工艺风，优化全
厂蒸汽平衡，节省再生时间，本工作在广泛参考
国内已有芳构化装置再生系统工艺的基础
上 ，将芳构化装置的再生系统改造为氮气一
空气法，氮气工业风冷却后，由循环气压缩机增
压，循环使用，大幅降低了蒸汽损耗，减少了运行
成本，同时还有效减少了含油污水的排放量，对
同类装置催化剂再生系统的改造具有借鉴意义。
1 芳构化装置原有催化剂再生系统
1．1 工艺流程
芳构化装置设置2台芳构化反应器，当催化
剂需要再生时，一台生产，另一台再生，实现单元连
续生产，循环再生。原有催化剂再生系统采用水蒸
气一空气法，工艺流程见图1。催化剂再生以蒸汽
和空气作为再生气体，通过控制再生气体中的氧含
量，以防止反应器催化剂床层烧焦再生超温而破坏
催化剂。烧焦前，利用饱和蒸汽经加热炉升温后进
入反应器，对催化剂床层进行循环加热，当达到烧
焦所需温度后，控制氧气通入量进行烧焦操作。烧
焦气经冷却后进人烧焦罐，烧焦罐上部设置新鲜水
喷淋，含油污水冷凝液送至污水处理厂，气相在高
点放空。当烧焦操作不再有温升时，烧焦结束，通
人氮气进行置换，待系统中氧含量合格后，切入反
应系统进行下一周期的生产运转。
空气
图1 水蒸气一空气法催化剂再生流程示意
放空
新鲜水
油污水
收稿日期：2017—10—21；修回日期：2017—11—06
作者简介：李义一(1982一)，男，湖北潜江人，硕士，工程师。
从事炼油工程设计工作，已发表论文4篇。
第2期 李义一等．芳构化装置催化剂再生系统工艺改造
1．2 操作参数
原有水蒸气一空气法催化剂再生反应器操
作参数列于表1。
表1 水蒸气一空气法催化剂再生反应器操作参数
操作条件 数值
再生压力(入口)／MPa
再生温度／℃
再生蒸汽流量／(t·h )
再生空气流量／(m ·h )
1．0
310 ～480
O 一3．00
O 一2 000
1．3 实际运行情况
原有水蒸气一空气法催化剂再生系统运行
过程中，催化剂再生时间长，约190 h。再生期
间，蒸汽和工业风经再生系统后，集中于烧焦罐
高点放空，造成极大的浪费。设计催化剂烧焦再
生周期约为2个月，每年需烧焦6次。烧焦过程
中：含油污水排放量为10 t／h，即每年含油污水排
放量为11．40 kt；蒸汽消耗量为3．00 t／h，即每年
蒸汽消耗量为3．42 kt。
2 催化剂再生系统的改造
2．1 工艺流程
采用氮气一空气法对催化剂再生系统进行
了改造，流程见图2。
图2 氮气一空气法催化剂再生流程示意
烧焦开始前，先启动再生气压缩机，从压缩
机人口缓冲罐处引入氮气，增压的氮气经加热炉
进行加热，进入反应器进行热氮吹扫操作，当反
应器中的油气达到安全要求，并且反应器入口温
度达到烧焦需要的温度时，从压缩机人口处引入
空气，进行催化剂烧焦再生。
开始烧焦时，要求控制循环气初始氧体积分
数不大于0．2％ ，以防止反应器催化剂床层烧焦
再生超温。烧焦氮气经再生预热器冷却至
350 qC，先进入烟气水冷器冷凝后，温度降至
4O℃ ；然后进入再生气压缩机入口缓冲罐，气液
相分离后，液相进入厂区污油系统，气相由再生
气压缩机压缩增压后，进入反应器循环烧焦。再
生后的废氮气由压缩机入口缓冲罐顶部至安全
位置高点放空，新氮气及空气补充于再生气压缩
机入口缓冲罐。
根据反应器烧焦状况逐步提高循环气中的
氧含量和反应器入口温度，当反应器入口温度到
450℃ ，氧含量达到空气中氧的浓度，且反应器中
没有温升后，烧焦结束。此时可将系统用氮气吹
扫置换，待系统中氧含量合格后，便可投入正常
生产。
2．2 操作参数
2．2．1 再生温度
再生温度是催化剂再生过程中必须严格控
制的关键参数之一。催化剂的再生过程，一般可
分为初燃、主燃、烧净等3个阶段。氮气一空气
法不同燃烧阶段再生最高温度应有所不同，初燃
阶段为360℃ ，主燃阶段为450 c【=，烧净阶段为
480 ℃ 。
2．2．2 再生压力
氮气一空气法烧焦速度与再生烟气中的氧
分压成正比，升高再生压力，或增加烟气中的氧
含量，均可以提高烧焦速度。受反应器设计压力
的影响，再生压力控制在1．52 MPa。
2．2．3 循环气流量
较大的循环气流量不但可以加快烧焦进程，
还可以加快反应器中气流的线速度，有利于催化
剂床层气流分布均匀，防止出现局部过热现
象 。由流体的流速推荐值 可知：压缩机出口
管道最大压降为200 Pa／m。根据流体管道压力
降公式 计算，确定循环气流量为9 000 ITI ／h。
2．3 新增设备操作条件
改造新增1台压缩机、2台换热器和2台容
器，其主要操作条件见表2～表4。
表2 再生气压缩机主要操作条件
· 126· 石化技术与应用 第36卷
表4 容器主要操作条件 2．4 运行情况
催化剂再生系统改造前后烧焦过程的运行
参数对比见表5。
表S 催化剂再生系统改造前后烧焦过程运行参数对比
改造前烧焦气为蒸汽，改造后烧焦气为循环氮气。
由表5可见，改造后在控制氧浓度及床层温
度的条件下，烧焦气及空气流量较改造前有大幅
度的提高，再生时间由原来的约190 h 缩
短至85 h。
3 结论
a．20万t／a芳构化装置采用氮气一空气法
对原有的水蒸气一空气法催化剂再生流程进行
了改造。改造后，再生时间由190 h缩短至85 h，
含油污水排放量、蒸汽消耗量分别减少
1I．40，3．42 kt／a。
b．氮气一空气法再生温度最高为480 oC，再
生压力为1．52 MPa，循环气流量为9 000 m ／h。
参考文献：
[1]断然，巩雁军，孑L德嘉，等．轻烃芳构化催化剂的研究进
展[J]．石油学报．2013，29(4)：726—737．
[2]郝代军，刘丹禾．轻烃芳构化工业技术进展[J]．天然气与石
油，2001，19(3)：17—21．
[3]李大东，聂红，孙丽丽．加氢处理工艺与工程[M]．北京：中国
石化出版社，2016：498—501．
[4]唐礼焰，林栩．RN一10催化剂器内再生[J]．石油炼制与化
工，2003，34(3)：33—37．
[5]李立权．加氢催化剂再生技术[J]．炼油工程与技术，2007，
37(4)：55—58．
[6]张德姜，王怀义，刘绍叶．石油化工装置工艺管道安装设计手
册[M]．北京：中国石化出版社，2007：17—20
相关文献链接：
[1]宁永亮，吴向红，吕洋，等 环己醇加氢催化剂再生系统优化
改造[J]．科技展望，2015(10)：232—234．
[2]王磊，潘显良，李宁．连续重整装置催化剂再生系统开工初期
遇到的问题及应对措施[J]．辽宁化工，2014，43(3)：
272 —3l1
[3]任研研，郭建波，汤帅．连续重整装置催化剂再生系统运行问
胚分析及对策[J]．当代化工，2014(6)：1072—1075．
[4]刘国良，李迎春，吴向红，等．环己醇水合催化剂再生系统优
化改造[J]．河南化工，2014，31(5)：50—51．
[5]邢卫东．重整催化剂再生系统脱氯技术改进[J]．炼油技术与
工程，2013，43(12)：34—37．
[6]黄冠云．国产催化剂再生系统运行存在问题及对策[J]．广州
化工，2010，38(4)：207—210．
[7]Pierre D．Hydroprocessing catalysts regeneration and recycling
[J]．Applied Catalysis A：General，2007(322)：67—75．
[8]刘林林，张舜光，辛明瑞，等．芳构化催化剂研究进展[J]．天
津化工，2006，20(3)：23—26．
[9]何文全．连续重整催化剂再生系统问题分析及对策[J]．高桥
石化，2004，19(6)：12—17．
[1O]周孟瑶．重整催化剂再生供风系统技术改造[J]．催化重整
通讯，2003(2)：30—37．
[11]李彬．重整装置催化剂循环及再生系统改造总结[J]．催化
重整通讯，2001(1)：45—44．
[12]侯言超．催化剂再生系统的形式和改造方法[J]．炼油，
1997，2(4)：31—34．
[13]乔国才，宋显坤．大庆乙醛装置催化剂再生系统改造[J]．黑
龙江石油化工，1997，8(2)：31—33．
第2期 李义一等．芳构化装置催化剂再生系统工艺改造 ·l27·
Process revam ping for catalyst regeneration system of arom atization unit
LI Yi—yi．GUO Qing
(Petrochemical Engineering Co Ltd，CNOOC，Qingdao 26606 1，China)
Abstract： The original catalyst regeneration
process of steam — air method was revamped by
using the nitrogen—air method for a 0．2 Mt／a arom—
atization unit in a refinery．The process flow，main
operation conditions and
and after the revamping
lyzed．The results showed
tion temperature was 480
was 1．52 MPa，and the
running situations before
were compared and ana—
that the highest regenera一
℃ ．regeneration pressure
circulating gas flow was
9 000 m ／h for the nitrogen —air process．After re—
vamping，the regeneration time was shortened from
1 90 h to 85 h，the oily wastewater discharge and the
steam consumption reduced by 1 1．40 kt／a and
3．42 kt／a respectively．
Key words：aromatization；aromatics；catalyst re—
generation；steam — air method；nitrogen —air meth—
od；decoking process
(上接第123页)
Industrial application of various combination catalysts
in hydrOcracking unit
LIU Li—ruing，LIU Ya—lei，CHEN W ei—an，DAI Yu—shuo，W ANG W en—ping，
SONG Yi—qing，WANG Lan，LIU Zeng—jian
(Changqing Petrochemical Company，PetroChina，Xianyang 712000，China)
Abstract：The production situation of 1．20 Mt／a
hydrocracking unit of Changqing Petrochemical
Company，PetroChina，were introduced with various
combination catalysts，and the operating data were
analyzed including the main technical conditions，
product quality and its distribution，unit energy con
sumption and catalyst processing capacity，etc．The
results showed that the intermediate oil yield of the
combination catalysts provided by the American
UOP Company could reach up to 73．51％ ．but the
unit energy consumption could reach up to
39．05 kg／t．and the catalyst processing quantity was
7．340 kt／t．The naphtha yield of combination catalysts
provided by the Shell Standard Catalyst Company
could achieve more than 30％ ，and it was benefi—
cial to increase production of jet fuel and reduce ra—
tio of diesel to gasoline．the unit energy consumption
was about 35 kg／t，and the catalyst processing quantity
was about 1 4 kt／t．
Key word： hydrocracking； refining catalyst；
cracking catalyst；naphtha；diesel； jet fuel；unit
energy consumption
s 粤
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